浙江大学胡亚才《强化传热》课程设计-烟气余热回收换热器设计说明书

1、38烟煤与褐煤的烟气余热回收管壳式换热器的设计与强化传热课程： 强化传热技术 学院： 能源工程学院 班级： 能源与环境系统工程1204班 姓名： 潘伟康 学号： 3120102464 指导教师： 胡亚才 目录摘要3第1章 烟煤（山西雁北烟煤）的换热器设计与强化传热方案4第1.1节 烟气含水量计算41.1.1煤种选择41.1.2空气参数41.1.3空气量计算41.1.4烟含水量计算41.1.5烟气量计算51.1.6煤耗量计算51.1.7结果5第1.2节 换热量与凝结水量计算61.2.1 1kg煤的放热量61.2.2总的放热量、凝结水量7第1.3节 换热器设计81.3.1 设计总方针81.3.2任

2、务给定条件91.3.3 热力计算101.3.4管程设计121.3.5折流板设计121.3.6进出管口布置131.3.7旁通和短路的防止131.3.8热补偿14第1.4节 强化传热设计151.4.1方案选择151.4.2效应评价原则151.4.3热力计算151.4.4结构参数16第1.5节 小结17第2章 褐煤（山东黄县褐煤）的换热器设计与强化传热方案18第2.1节 烟气含水量计算182.1.1煤种选择182.1.2空气参数182.1.3空气量计算182.1.4烟含水量计算182.1.5烟气量计算192.1.6煤耗量计算192.1.7结果19第2.2节 换热量与凝结水量计算202.2.1 1kg

3、煤的放热量202.2.2总的放热量、凝结水量21第2.3节 换热器设计222.3.1 设计总方针222.3.2任务给定条件232.3.3 热力计算242.3.4管程设计262.3.5折流板设计262.3.6进出管口布置272.3.7旁通和短路的防止272.3.8热补偿28第2.4节 强化传热设计292.4.1方案选择292.4.2效应评价原则292.4.3热力计算292.4.4结构参数30第2.5节 小结31第3章 烟煤与褐煤的比较总结32参考文献34摘要面对我国能源和水资源紧缺、环境恶化日趋严重等状况，在电厂设计中优化系统设计，合理地利用电厂的烟气余热，提高机组效率，减少煤耗，是节能的重要措

4、施之一。本论文分别探讨分析了以烟煤或褐煤作为燃料时，机组容量为600MW的超临界锅炉的烟气余热回收用的管壳式换热器的设计与强化传热方案；并将两个煤种的设计结果进行了比较分析。烟煤采用了山西雁北烟煤，褐煤采用了山东黄县褐煤。设计时，先通过煤种的燃料特性得出实际烟气的组分，再根据烟气组分，计算出烟气经过换热器时可以释放的换热量与凝结水量。依据换热量，按照管壳式换热器的设计规范，设计出管壳式换热器（单壳程管板固定管板式换热器）。最后在设计出的换热器的基础上，采用螺纹槽管的强化传热方式进行强化传热设计。结果显示无论对于雁北烟煤还是黄县褐煤，电厂烟气的余热回收、凝结水回收的潜力都是巨大。但采用普通的管壳

5、式换热器会导致换热器体积巨大。应用强化传热技术有助于改善管壳式换热器的工作效应，使管壳式换热器的体积更紧凑。关键词：烟煤 褐煤 烟气余热回收 换热器 强化传热第1章 烟煤（山西雁北烟煤）的换热器设计与强化传热方案面对我国能源和水资源紧缺、环境恶化日趋严重等状况，在电厂设计中优化系统设计，合理地利用电厂的烟气余热，提高机组效率，减少煤耗，是节能的重要措施之一。本章中，我们将探讨使用烟煤作电厂用煤的600MW电厂的烟气余热回收换热器的设计与强化传热方案。通过设计计算，有助于加深我们对于传热学强化传热技术两门课程的理解与认识。第1.1节 烟气含水量计算1.1.1煤种选择选择山西雁北烟煤作为电厂用煤。

6、其燃料特性（收到基）：Car=55.66%，Har=3.69%，Oar=8.46%，Nar=0.89%，Sar=0.91%，收到基灰分Aar=22.39%，收到基水分Mar=8%，收到基低位发热量Qar,net=21670kJ/kg1.1.2空气参数干空气含湿量：相对湿度（25，0.1MPa）： 其中，为当地大气压力 为对应温度下的水蒸气饱和分压力过量空气系数：1.1.3空气量计算标况下，理论干空气量（1kg燃料完全燃烧时所需的理论空气量）：V0=121%(22.412Car+22.44Har+22.432Sar-22.432Oar)=5.678 L/g=5.678m3/kg1.1.4烟含水量

7、计算燃烧生成部分（1kg燃料中氢完全燃烧生成的水蒸气）：22.42Har=0.41328 m3/kg水分蒸发部分（1kg燃料中水分蒸发形成的水蒸气）：22.418Mar=0.09956 m3/kg 空气带入部分（1kg燃料完全燃烧所需的理论空气量带入的水蒸气）（空气密度1.293kg/m3）： 22.4airV0MH2Oda=22.41.293V018da=0.016090667V0=0.09136 m3/kg理论水蒸气容积（1kg燃料在供以理论空气量条件下完全燃烧产生的水蒸气总量）：VH2O0=0.41328+0.09956+0.09136=0.60420 m3/kg实际水蒸气容积（考虑过量

8、空气系数后，1kg燃料完全燃烧产生的水蒸气总量）：VH2O=VH2O0+0.016090667-1V0=0.61790 m3/kg实际水蒸气质量（将水蒸气标况下的体积折算成质量）：mH2O=VH2O1822.4=0.49653 kg/kg1.1.5烟气量计算理论二氧化碳容积（1kg燃料中的碳完全燃烧生成的二氧化碳容积）：VCO20=22.412Car=1.03899 m3/kg理论二氧化硫容积（1kg燃料中硫完全燃烧生成的二氧化硫容积）：VSO20=22.432Sar=0.00637 m3/kg理论氮气容积（1kg燃料燃烧本身释放的氮及理论空气量中所含的氮容积之和）：VN20=22.428Na

9、r+79%V0= 4.49284 m3/kg理论水蒸气容积（1kg燃料完全燃烧产生的水蒸气总量）：VH2O0=0.60420 m3/kg理论烟气量（1kg燃料在供以理论空气量的条件下完全燃烧生成的烟气容积）：Vg0=VCO20+VSO20+VN20+VH2O0=6.14239 m3/kg实际烟气量（考虑过量空气系数后，1kg燃料完全燃烧生成的烟气容积）：Vg=Vg0+-1V0+0.016090667-1V0=7.00782 m3/kg1.1.6煤耗量计算标准煤低位发热量7000kcal/kg=70004.1816=29271kJ/kg选择机组容量为600MW的超临界锅炉设电标煤耗为320g/k

10、Wh，折算煤种发热量后的煤耗量为B=0.32kg/kWh600103kW29271Qar,net=259346 kg/h1.1.7结果1、单位体积烟气中的水蒸气含量：VH2OVg=0.088172、每小时产生的烟含水蒸气容积：VH2OB=160251m3/h3、每小时产生的烟含水蒸气质量：mH2OB=128773kg/h=128.773t/h第1.2节 换热量与凝结水量计算烟气进口温度t1=130，冷却水进口温度t3=20。称烟气进入换热器的状态为始态，从换热器完成换热后出来的状态为终态。烟气在换热器中的降温过程可认为是定压过程，压力为101kPa。1.2.1 1kg煤的放热量由第一次作业中山

11、西雁北烟煤的计算结果知，1kg煤与过量空气燃烧后，实际烟气中各组分的体积（标况下）如下表所示：始态的实际烟气各组分的分体积（单位 m3）（标况下：1atm,0）状态O2N2CO2SO2H2O总体积始态0.178985.165581.038990.006370.617907.00782则各组分的摩尔数（即物质的量）等于标况下体积除以0.0224m3/mol，质量等于摩尔数乘以摩尔质量（例如O2的摩尔质量为0.032kg/mol），得：始态的实际烟气各组分的摩尔数与摩尔百分比、质量各组分O2N2CO2SO2H2O总和摩尔数(单位mol)7.99230.6146.380.2827.58312.85摩

12、尔百分比2.55%73.71%14.83%0.09%8.82%100%质量(kg)0.255686.457082.040720.017920.496449.26784此时水蒸气的分压力为8.82% 101=8.9kPa，对应的饱和温度ts 为43.56。因此烟气出口温度必须降到43.56以下才会有液态水凝结出。情况如下：烟气出口温度水蒸气饱和压力压力变化量凝结出液态水的比例凝结出液态水的质量50-00g407.4kPa1.5kPa16.9%83.68g304.2kPa4.7kPa52.8%26221g（由于在考察的温度区间内，水蒸气比容变化很小，可以忽略，所以水蒸气压力变化量和原来水蒸气分压8

13、.9kPa的比值可以视为凝结出液态水的比例。）因此，取烟气出口温度为30,取水蒸气的凝结潜热为2400kJ/kg，进行计算。则有：（1）凝结出的液态水的质量为262.21g。（2）水蒸气凝结释放出的潜热：Q凝结H2O=rmH2O=2400J/g*262.21g=629.3 kJ分析完水蒸气的凝结过程，下面分析烟气的降温过程：查询工程热力学（第三版）（高等教育出版社，曾丹苓等）得到气体的平均摩尔定压热容Cp,m表（单位J/(molK)）温度/O2N2COCO2H2OSO2空气029.27429.11529.12335.86033.49938.85429.07310029.53829.14429.

14、17838.11233.74140.65429.15320029.93129.22829.30340.05934.11842.32929.299利用线性差值，得到烟气各组分在始、末状态下的值：平均定压容积热容Cp,m表（单位J/(molK)）状态温度/O2N2CO2H2OSO2始态13029.65629.16938.69633.854141.157终态3029.35329.12436.53633.571639.394结合始态的实际烟气各组分的摩尔数表，依据计算公式Q=n(t10t1dCp,m-t20t2dCp,m)得到烟气中其他部分的气体在降温过程中的放热量：气体O2N2CO2H2OSO2放热

15、量(kJ)23.768672.967182.49193.6191.185所以除了水蒸气以外的气体降温放热：Q降温O2,N2,CO2,SO2=880.4kJ水蒸气降温放热：Q降温H2O=93.6kJ那么（1kg山西雁北烟煤得到的）烟气中的水蒸气降温与凝结过程，一共可以放出的热量为：QH2O=629.3+93.6=722.9kJ那么（1kg山西雁北烟煤得到的）烟气经过换热器后，总共可以放出的热量为Q=722.9+880.4=1603.3kJ1.2.2总的放热量、凝结水量由第一次作业的计算，煤耗量B=259346kg/h，烟气经过换热器换热的热流量为=1603.32593463600=115502k

16、W=115.5MW折算成标准煤：标准煤低位发热量7000kcal/kg=29.271MJ/kg，则此热流量相当于115.5/29.271=3.95kg/s=14t/h的标准煤的低位发热量。而机组发电的标准煤耗量为0.32kg/kWh600MW=192t/h。可见，与换热器所回收的热量相当的标准煤量26t/h占了机组发电的标准煤耗量192t/h的7.3%.凝结出的液态水的质量为mcondense=262.211000*2593463600=18.9kgs=68t/h液态水凝结出的比例为52.8%第1.3节 换热器设计1.3.1 设计总方针（1）设计标准：GB151-2014管壳式换热器（2）选用

17、单壳程固定管板式换热器（BEM）管壳式换热器的结构形式多种多样，一般可分为固定管板式、浮头式、填料函式、U形管式、釜式等类型。各种形式的管壳式换热器的设计特点如下：设计类型固定管板式U型管式浮头穿入管束浮头外填充套环浮头开口背衬环浮头外填充填料函相对成本（最小为A，最大为E）BACCDE预防不均匀膨胀的措施壳内有膨胀节每个管子可自由膨胀浮头浮头浮头浮头管束是否可拆卸否是是是是是管束是否可替换不现实是是是是是可否更换单管是只适用于外排的管子是是是是管内可否清洗是机械或化学机械清洗困难，可化学清洗是机械或化学是机械或化学是机械或化学是机械或化学三角排列的管外表面的清洗化学化学化学化学化学化学正方形

18、节距的管外表面的清洗化学或机械化学或机械化学或机械化学或机械化学或机械化学或机械具有双管板是无无无无无管程数目无限制可得到的任何偶数无无无无省去内部垫片是是否是否是本次设计采用应用最为广泛、最为常见的单壳程固定管板式换热器（BEM,B指前端固定封头为帽式、整体式封盖，E指单程壳体，M指后端封头类型为M型固定式管板）。其示意图如下：固定管板式换热器的管板两端与壳体连为一体，而管子则固定于管板上，它的结构较为简单。在相同的壳体直径内，排管最多，比较紧凑。在有折流板的壳侧流动中，旁路最小，管程可分成任一程数。由于两个管板被换热管相互支撑，与其他管壳式换热器相比，管板最薄，不仅造价低，而且每根管子的内

19、侧都能进行清洗。但壳侧的清洗困难，不能进行机械清洗，所以宜用于不宜结构和清洁的流体。由于此类换热器集中了管壳式换热器的优点，因此应用相当广泛。（3）烟气走管程，冷却水走壳程在管壳式换热器的计算中，首先需决定何种流体走管程，何种流体走壳程。参照管壳式换热器的分析与计算（潘继红）第三章的介绍，决定烟气走管程，冷却水走壳程。具体原因如下：· 与外界温差大的流体走管程，与外界温差小的流体走壳程。这样对减少热损失以及强度方面的考虑均有利。· 粘度大的流体宜走壳程。· 优先使换热系数大的流体走壳程，这样可以减少管束与壳体之间的膨胀。· 有腐蚀性或易于结垢的流体宜走管

20、程，这是因为管程的泄露机会比较小，而且也易于维护和清洗。（4）换热管材料采用不锈钢SS 316由于烟气中含有SO2、CO2等酸性气体，因此对管材有了耐腐蚀性的要求。316不锈钢因添加Mo元素，使其耐蚀性、和高温强度有较大的提高，可在苛酷的条件下使用。化学成分（%）：牌号CSiMnPSNiCrMo3160.08120.0450.03010.014.016.018.02.00-3.00力学性能：牌号热处理屈服强度0.2/Mpa抗拉强度b/Mpa伸长率5/%HBSHRBHV31610101120快冷2055204018790200（5）依据国标，不锈钢管可以采用的管径和壁厚（mm）有14x2、19x

21、2、25x2、32x2等。本设计的管径和壁厚（mm）取25x2。管束采用顺排布置，管间距s1=s2=35mm。（因为胀接时，s/d0的值宜在1.31.5左右，且最小管间距要大于d0+6mm）1.3.2任务给定条件烟气各组分的摩尔百分比：各组分O2N2CO2SO2H2O总和摩尔百分比2.55%73.71%14.83%0.09%8.82%100%烟气总的质量流量msmoke=9.26784kg烟气/kg煤259346kg煤/h=2.4036106kg/h=667kg/s总换热量115.5MW烟气的总质量流量msmoke667kg/s管程（烟气）进口温度130壳程（水）进口温度20管程（烟气）出口温

22、度30壳程（水）出口温度60管程污垢热阻0.0018 m2*K/W壳程污垢热阻0.0002 m2*K/W由于冷流体（水）的出口温度设计值高于热流体（烟气）的出口温度的设计值，所以顺流布置显然已不现实，故这里采用逆流布置。而且，通常情况下，逆流布置传热温差较大，当传递一定热量，所需换热面积少，换热器尺寸相对较小。1.3.3 热力计算（1）传热方程式Q=kAtm式中：k整个传热面上的平均传热系数A传热面积，m2tm两种流体之间的平均温差，（2）平均温差MTD的确定由传热学（杨世铭）第10.3节公式（10-11），平均传热温差的初步值tm0=tmax-tminln(tmaxtmin) 本例中，t1=

23、130-60=70；t2=30-20=10所以tmax=70；tmin=10；tm0=31但对于管壳式换热器，MTD值还需要进行修正。参考由传热学（杨世铭）第10.3.2节与管壳式换热器的分析与设计（潘继红）第2.2.2节，进行修正作业：P=t2''-t2't1'-t2'R=t1'-t1''t2''-t2'计算得P=(30-130)/(20-130)=10/11；R=(20-60)/(30-130)=0.4查得=0.39所以平均传热温差MTD为tm=tm0=12.1（3）流量的确定烟气的质量流量msmoke

24、=9.26784kg烟气/kg煤259346kg煤/h=2.4036106kg/h=667kg/s冷却水的质量流量（定性温度为40）mcw=cp(tcw''-tcw')=115.51064.174103(60-20)=692kg/s（4）管内对流换热系数hi的确定管程（烟气）进口温度130管程（烟气）出口温度30定性温度80特征长度（取管内径）21mm在80下，各组分的动力粘度值（Pa*s）和密度值如下：各组分O2N2CO2SO2H2O动力粘度值（Pa*s）2.35E-052.01E-051.75E-051.53E-051.19E-05密度值（kg/m3）1.1010.

25、96361.5142.2040.6197摩尔百分比2.55%73.71%14.83%0.09%8.82%所以可以计算出烟气的运动粘度为=1910-6m2/s烟气的体积流量为7.00782 m3/kg259346kg/h÷3600s/h=504.8m3/s假设所有管子截面积总和为20.0m2，则烟气在管道内的流动速度为25.3m/s，则烟气的雷诺数为Re=ud=25.30.0211910-6=2.8104由传热学（杨世铭）第6.3.2节，此情况符合Dittus-Boelter公式的使用范围。因此，运用Dittus-Boelter公式，Nuf=0.023Re0.8Pr0.3ct 其中Pr

26、=cp=0.74（计算方法类似于运动粘度的计算方法）ct在气体被冷却时为1.0.所以计算得Nuf=75.89所以hi=dNuf=0.027690.021*75.89=100W/(m2K)（5）管外对流换热系数ho的确定壳程（水）进口温度20壳程（水）出口温度60定性温度40特征长度（取管外径）25mm40下，水的运动粘度为=0.65910-6m2/s水的流速取为0.21m/s，则水的雷诺数为Re=ud=0.210.0250.65910-6=8.0103由传热学（杨世铭）第6.4.3节，可以采用Zhukauskas关联式（6-31c）计算Nu数。Nuf=0.27Ref0.63Prf0.36Prf

27、Prw0.25其中Prf的定性温度还是取40，Prw的定性温度取40+18=58查得Prf为4.3，Prw为3.0所以Nuf=213所以ho=dNuf=0.6350.025*213=5410W/(m2K)（6）传热系数k的确定由传热学（杨世铭）第10.4.4节 式（10-25），对于外表面未肋化、管壁两侧有污垢热阻的换热器，以管子外表面积为计算依据的传热系数可以表示为：k=11h0+R0+Rw+(Ri+1hi)(A0Ai)式中：hi、ho管子内、外侧的表面传热系数；Ri、Ro管子内、外侧的污垢热阻；Rw管壁导热热阻；Ai、Ao管子内、外侧的传热面积；依据国标，本设计的管径和壁厚（mm）取25x

28、2。则A0/Ai=2521=1.19故：管程污垢热阻Ri0.0018 m2*K/W壳程污垢热阻Ro0.0002 m2*K/W管程传热系数hi100W/(m2K)壳程传热系数ho5410W/(m2K)管壁导热热阻Rw0.00015 m2*K/W所以总传热系数k=68.6 W/(m2K)。并可以发现：· 管程侧的污垢热阻对于传热系数的影响较大· 在无法改变污垢热阻的情况下，提高管程（烟气侧）传热系数hi对于提高总传热系数有明显帮助。（7）传热面积A的确定A=Qkt=115.5MW68.6 W/(m2K)12.1=1.40105m21.3.4管程设计（1）管数前面假设过，烟气在管

29、道内的流动速度为25.3m/s，则管程截面积At为20.0m2所以管子数n=At4di2=57744根（2）管束的排列与壳体内径管子在管板上的排列有正三角形排列法、正方形排列法、同心圆排列法等多种方法。本设计中采用了正方形排列法（即顺排布置）。管径和壁厚（mm）为25x2。管间距s1=s2=35mm。由于管板为圆形，所以求相关尺寸的关键在于求出管板上最靠近管板直径处的一行中有几个管孔nD。令4nD2=57744，得nD=271根，所以壳体内径应大于(271-1)*35mm=6.75米。取壳体内径为7.00米。由于管外径为25mm，所以依据国标，管板的小孔直径取25.4mm（允差+0.20mm）

30、。（3）管长下面计算每根管子的长度L。L=Adn=1.401052510-357611=30.9m1.3.5折流板设计折流板除了引起流体扰动而增强传热外，还有支撑管束、防止振动及弯曲的作用。常用的折流板有弓形、盘环型、管孔型、以及螺旋形等。其中圆缺形折流板（又称弓形折流板）的应用最为广泛。本设计采用圆缺形折流板，示意图如下：一般，圆缺切口的高度取(0.100.45)Di，这里取h=0.20*Di=1.40m。折流板外径：折流板外径与壳体之间应该有一个合适的间隙。间隙太小，则安装困难；间隙太大，则会造成流体短路，影响传热。本设计选取折流板外径为7000-20=6980mm。折流板管孔直径取25.

31、8mm（允差+0.40mm）折流板间距取决于换热器的用途、壳程工质流量等。最小间距可取20%Di，最大间距不超过Di，也不得超过下表所列间距：换热管外径(mm)折流板的最大间距（mm）141100191500251900322200因此本设计中折流板间距取1.90米。共需要30.9/1.90=16个折流板。1.3.6进出管口布置实践表明，水平布置的进出口管不利于管程流体的均匀分布，会使部分传热管不能很好的发挥作用，甚至因流速太低而被堵塞。进出口管布置在换热器底部和顶部使流体向上流动比布置在两侧做水平流动为好。如下图所示：1.3.7旁通和短路的防止管壳式换热器加装折流板后，可使壳侧流体交叉地流过

32、管束，增长流程，提高流速和加大扰动，但此时壳侧流体的流动状态十分复杂。加上安装和维修商的奥球，折流板管孔与管子之间必然存在间隙，折流板与壳体之间也存在间隙，这就有可能发生泄漏。此外，管板上不可能排满管子，管束外圆到壳内壁之间有一定距离，这些间隙均导致庞柳。漏流和旁流的存在使得壳程流体不可能全部交叉流过管束，而是存在几个流路。如下图所示（图中B是所希望的交叉流动主流，A是通过管子和折流板空间隙的漏流，E是管程分程隔板处的中间穿流）。旁流和漏流不仅影响压降，也影响传热。这是因为泄露造成壳程流体旁通短路，使主流速降低，且部分流体并未折流和横向冲刷管束，对传热不利。有数据表明，即时间隙不大，也会使传热

33、系数降低50%左右，同时也降低了压降。正因为如此，一般可采用旁路挡板以减少短路的影响。旁路挡板常用钢板制成条状，材质与加工要求与折流板和支撑板相同，长度与管间距已知，并焊于其上。但旁路挡板的作用随其数目的增多而降低。为此需按壳体直径的大小决定安装数目，且一般不超过3对。本设计中采用3对旁路挡板。1.3.8热补偿本设计中，管程流体温度较高，管束的伸长大于壳体的伸长。通过固定管板连接成的一体结构如果不采用一些热补偿装置，则管束将受到压应力，而壳体将受到压应力，其后果可能是造成管子弯曲、管口松裂泄露升值毁坏。因此，本设计采用补偿圈进行热补偿。即在外壳上装一个带有凸缘的补偿圈，如下图所示。第1.4节

34、强化传热设计1.4.1方案选择由前面的分析可知，要增大传热系数k，可从提高管子两侧的换热系数入手，尤其要提高管内（烟气侧）的换热系数，以取得较好的强化传热效果。本设计采用强化传热及其工程应用（林宗虎）第3.2节中介绍的螺纹槽管的强化传热。取螺纹节距与当量直径之比H/de=3.0，而h/de=0.25螺纹槽管的强化传热属于应用流体旋转法强化管内强制对流换热。流体在管内发生旋转运动，可以使贴近壁面的流体速度增加，同时还改变了旋转流体的流动路径，加强了边界层留意的扰动以及边界层流体和主流体的混合，使得传热过程得以强化。相比于其他方法，螺纹槽管的优点之一是强化效果好，易于加工和清洗，可按照安装要求加工

35、等优点。且对单相、冷凝、沸腾换热都有很好的强化效果，非常适合于紊流对流换热的强化，因而在电厂、余热利用等方面得到广泛研究与应用。1.4.2效应评价原则采用强化传热技术的换热器与普通换热器的工作效应对比，一般可分为三种：第一种，在换热功率、工质流量与压力损失相同时，比较采用强化传热技术的换热器与普通换热器的换热面积和体积；第二种，在换热器体积、工质流量与压力损失相同时，比较采用强化传热技术的换热器与普通换热器的换热功率；第三种，在换热器体积、换热功率与工质流量相同时，比较采用强化传热技术的换热器与普通换热器的压力损失。本次强化传热设计采用第一种工作效应对比。1.4.3热力计算（1）管内换热系数单

36、头螺纹槽管Nu数计算采用如下的经验式：Nu=0.03Re0.75(2.05-0.114H/de)上式的适用范围为：1.25<H/de <5，h/de=0.25；6103<Re<5104由之前的计算，烟气侧的雷诺数为Re=ud=2.8104故单头螺纹槽管Nu数为Nu=110.9所以管内换热系数hi=dNuf=0.027690.021*110.9=146W/(m2K)相比于强化传热前提高了46%。（2）总传热系数k=11h0+R0+Rw+Ri+1hiA0Ai=115410+0.0002+0.00015+1146+0.00181.19=92.4 W/(m2K)相比于强化传热前

37、提高了34%（3）传热面积A=Qkt=115.5MW92.4 W/(m2K)12.1=1.03105m2减少为强化传热前面积的73%。1.4.4结构参数（1）管长L=Adn=1.031052510-357611=22.8m减少为强化传热前管长的73%（2）折流板仍取折流板间距取1.90米。共需要22.8/1.90=12个折流板。第1.5节 小结通过前面四节对于山西雁北烟煤的烟气余热回收换热器设计与强化传热设计，我们可以看出以下几个关键点：（1）电厂烟气的余热回收潜力巨大。本设计中，600MW的超临界锅炉产生的烟气，可回收余热115.5MW，回收凝结水68t/h。（2）采用普通的管壳式换热器会导

38、致换热器体积巨大。本设计中，换热器壳体内径7.0m，管长30.9m，相当庞大。因此有必要考虑采用结构更紧凑、换热效果更好的其他类型的换热器，如板翅式换热器、板式换热器等。（3）污垢热阻对于传热系数的影响很大。本设计中，烟气侧的污垢热阻，达到了0.0018 m2K/W。在烟气进入换热器前增设除尘净化装置可能能够降低污垢热阻，从而增大传热系数，使换热器更加紧凑。（4）应用强化传热技术有助于改善管壳式换热器的工作效应，使管壳式换热器的体积更紧凑。本设计中，采用螺纹槽管的强化传热后，换热面积和管长都减小为原来的73%。第2章 褐煤（山东黄县褐煤）的换热器设计与强化传热方案本章中，褐煤的换热器设计与强化

39、传热方案设计的思路和步骤与第一章中烟煤的步骤相同。对于不同煤种的设计结果进行比较，有助于我们理解煤种燃料特性对于换热器和强化传热设计结果的影响。第2.1节 烟气含水量计算2.1.1煤种选择选择山东黄县褐煤作为电厂用煤。其燃料特性（收到基）：Car=47.33%，Har=3.30%，Oar=10.67%，Nar=1.12%，Sar=0.61%，收到基灰分Aar=7.21%，收到基水分Mar=29.77%，收到基低位发热量Qar,net=15291kJ/kg2.1.2空气参数干空气含湿量：相对湿度（25，0.1MPa）： 其中，为当地大气压力 为对应温度下的水蒸气饱和分压力过量空气系数：2.1.3

40、空气量计算标况下，理论干空气量（1kg燃料完全燃烧时所需的理论空气量）：V0=121%(22.412Car+22.44Har+22.432Sar-22.432Oar)=4.74939 m3/kg2.1.4烟含水量计算燃烧生成部分（1kg燃料中氢完全燃烧生成的水蒸气）：22.42Har=0.36960 m3/kg水分蒸发部分（1kg燃料中水分蒸发形成的水蒸气）：22.418Mar=0.37047 m3/kg 空气带入部分（1kg燃料完全燃烧所需的理论空气量带入的水蒸气）（空气密度1.293kg/m3）： 22.4airV0MH2Oda=22.41.293V018da=0.016090667V0=

41、0.07642 m3/kg理论水蒸气容积（1kg燃料在供以理论空气量条件下完全燃烧产生的水蒸气总量）：VH2O0=0.81649 m3/kg实际水蒸气容积（考虑过量空气系数后，1kg燃料完全燃烧产生的水蒸气总量）：VH2O=VH2O0+0.016090667-1V0=0.82796 m3/kg实际水蒸气质量（将水蒸气标况下的体积折算成质量）：mH2O=VH2O1822.4=0.66532kg/kg2.1.5烟气量计算理论二氧化碳容积（1kg燃料中的碳完全燃烧生成的二氧化碳容积）：VCO20=22.412Car=0.88331 m3/kg理论二氧化硫容积（1kg燃料中硫完全燃烧生成的二氧化硫容积

42、）：VSO20=22.432Sar=0.00427 m3/kg理论氮气容积（1kg燃料燃烧本身释放的氮及理论空气量中所含的氮容积之和）：VN20=22.428Nar+79%V0= 3.76098m3/kg理论水蒸气容积（1kg燃料完全燃烧产生的水蒸气总量）：VH2O0=0.81649m3/kg理论烟气量（1kg燃料在供以理论空气量的条件下完全燃烧生成的烟气容积）：Vg0=VCO20+VSO20+VN20+VH2O0=5.46504 m3/kg实际烟气量（考虑过量空气系数后，1kg燃料完全燃烧生成的烟气容积）：Vg=Vg0+-1V0+0.016090667-1V0=6.18892 m3/kg2.

43、1.6煤耗量计算标准煤低位发热量7000kcal/kg=70004.1816=29271kJ/kg选择机组容量为600MW的超临界锅炉设电标煤耗为320g/kWh，折算煤种发热量后的煤耗量为B=0.32kg/kWh600103kW29271Qar,net=367538 kg/h2.1.7结果1、单位体积烟气中的水蒸气含量：VH2OVg=0.133782、每小时产生的烟含水蒸气容积：VH2OB=304305m3/h3、每小时产生的烟含水蒸气质量：mH2OB=244531kg/h=244.531t/h第2.2节 换热量与凝结水量计算烟气进口温度t1=130，冷却水进口温度t3=20。称烟气进入换热

44、器的状态为始态，从换热器完成换热后出来的状态为终态。烟气在换热器中的降温过程可认为是定压过程，压力为101kPa。2.2.1 1kg煤的放热量由第一次作业山东黄县褐煤的计算结果知，1kg煤与过量空气燃烧后，实际烟气中各组分的体积（标况下）如下表所示：始态的实际烟气各组分的分体积（单位 m3）（标况下：1atm,0）状态O2N2CO2SO2H2O总体积始态0.149604.323780.883310.004270.827966.18892则各组分的摩尔数（即物质的量）等于标况下体积除以0.0224m3/mol，质量等于摩尔数乘以摩尔质量（例如O2的摩尔质量为0.032kg/mol），得：始态的实

45、际烟气各组分的摩尔数与摩尔百分比、质量各组分O2N2CO2SO2H2O总和摩尔数(单位mol)6.68193.0339.430.1936.96276.29摩尔百分比2.42%69.86%14.27%0.07%13.38%100%质量(kg)0.213765.404841.734920.012160.665288.03096此时水蒸气的分压力为13.38% 101=13.5kPa，对应的饱和温度ts 为51.8。因此烟气出口温度必须降到51.8以下才会有液态水凝结出。情况如下：烟气出口温度水蒸气饱和压力压力变化量凝结出液态水的比例凝结出液态水的质量5012.3kPa1.2kPa9.76%64.9

46、5g407.4kPa6.1kPa49.59%329.93g304.2kPa9.3kPa75.61%503.05g（由于在考察的温度区间内，水蒸气比容变化很小，可以忽略，所以水蒸气压力变化量和原来水蒸气分压13.5kPa的比值可以视为凝结出液态水的比例。）因此，取烟气出口温度为30,取水蒸气的凝结潜热为2400kJ/kg，进行计算。则有：（1）凝结出的液态水的质量为503.05g。（2）水蒸气凝结释放出的潜热：Q凝结H2O=rmH2O=2400J/g*503.05g=1207.3 kJ分析完水蒸气的凝结过程，下面分析烟气的降温过程：查询工程热力学（第三版）（高等教育出版社，曾丹苓等）得到气体的平

47、均摩尔定压热容Cp,m表（单位J/(molK)）温度/O2N2COCO2H2OSO2空气029.27429.11529.12335.86033.49938.85429.07310029.53829.14429.17838.11233.74140.65429.15320029.93129.22829.30340.05934.11842.32929.299利用线性差值，得到烟气各组分在始、末状态下的值：平均定压容积热容Cp,m表（单位J/(molK)）状态温度/O2N2CO2H2OSO2始态13029.65629.16938.69633.854141.157终态3029.35329.12436.5

48、3633.571639.394结合始态的实际烟气各组分的摩尔数表，依据计算公式Q=n(t10t1dCp,m-t20t2dCp,m)得到烟气中其他部分的气体在降温过程中的放热量：气体O2N2CO2H2OSO2放热量(kJ)18.871563.310155.133125.4380.792所以除了水蒸气以外的气体降温放热：Q降温O2,N2,CO2,SO2=739.1kJ水蒸气降温放热：Q降温H2O=125.4kJ那么（1kg山东黄县褐煤得到的）烟气中的水蒸气降温与凝结过程，一共可以放出的热量为：QH2O=1207.3+125.4=1332.7kJ那么（1kg山东黄县褐煤得到的）烟气经过换热器后，总共

49、可以放出的热量为Q=1332.7+739.1=2071.8kJ2.2.2总的放热量、凝结水量由第一次作业的计算，煤耗量B=367538kg/h，烟气经过换热器换热的热流量为=2071.83675383600=211518kW=211.5MW折算成标准煤：标准煤低位发热量7000kcal/kg=29.271MJ/kg，则此热流量相当于211.5/29.271=7.23kg/s=26t/h的标准煤的低位发热量。而机组发电的标准煤耗量为0.32kg/kWh600MW=192t/h。可见，与换热器所回收的热量相当的标准煤量26t/h占了机组发电的标准煤耗量192t/h的13.5%.凝结出的液态水的质量

50、为mcondense=503.051000*367538/3600=51.4kg/s=185t/h液态水凝结出的比例为75.61%.第2.3节 换热器设计2.3.1 设计总方针（1）设计标准：GB151-2014管壳式换热器（2）选用单壳程固定管板式换热器（BEM）管壳式换热器的结构形式多种多样，一般可分为固定管板式、浮头式、填料函式、U形管式、釜式等类型。各种形式的管壳式换热器的设计特点如下：设计类型固定管板式U型管式浮头穿入管束浮头外填充套环浮头开口背衬环浮头外填充填料函相对成本（最小为A，最大为E）BACCDE预防不均匀膨胀的措施壳内有膨胀节每个管子可自由膨胀浮头浮头浮头浮头管束是否可拆

51、卸否是是是是是管束是否可替换不现实是是是是是可否更换单管是只适用于外排的管子是是是是管内可否清洗是机械或化学机械清洗困难，可化学清洗是机械或化学是机械或化学是机械或化学是机械或化学三角排列的管外表面的清洗化学化学化学化学化学化学正方形节距的管外表面的清洗化学或机械化学或机械化学或机械化学或机械化学或机械化学或机械具有双管板是无无无无无管程数目无限制可得到的任何偶数无无无无省去内部垫片是是否是否是本次设计采用应用最为广泛、最为常见的单壳程固定管板式换热器（BEM,B指前端固定封头为帽式、整体式封盖，E指单程壳体，M指后端封头类型为M型固定式管板）。其示意图如下：固定管板式换热器的管板两端与壳体连为一体，而管子则固定于管板上，它的结构较为简单。在相同的壳体直径内，排管最多，比较紧凑。在有折流板的壳侧流动中，旁路最小，管程可分成任一程数。由于两个管板被换热管相互支撑，与其他管壳式换热器相比，管板最薄，不仅造价低，而且每根管子的内侧都能进行清洗。但壳侧的清洗困难，不能进行机械清洗，所以宜用于不宜结构和清洁的流体。